毕业设计论文年产40万吨甲醇精馏工艺设计

毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目：       年产40万吨甲醇精馏工艺设计                                                 学院：           专业：         班级：           晋艺             学生：            指导教师：               1设计（论文）的主要任务及目标(1) 结合专业知识和工厂实习、分析选定合适的工艺参数。  (2) 进行工艺计算和设备选型能力的训练。  (3) 进行工程图纸设计、绘制能力的训练。2设计（论文）的基本要求和内容(1) 本车间产品特点及工艺流程。  (2) 主要设备物料、热量衡算、结构尺寸计算及辅助设备的选型计算。  (3) 参考资料3主要参考文献1 谢克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化学工业出版社.2002.57  2 冯元琦.联醇生产.北京.化学工业出版社.1989.257268.  3 柴诚敬、张国亮。化工流体流动与传热。北京。化学工业出版社。2000.525-5304进度安排  设计（论文）各阶段名称 起  止  日  期    1 收集有关资料 2010-01-282010-02-11    2 熟悉资料，确定方案 2010-02-122010-02-26    3 论文写作 2010-02-272010-03-19    4 绘制设计图纸 2010-03-202010-04-03    5 准备答辩 2010-4-10  目录摘要.1第1章 甲醇精馏的工艺原理 2第1.1节 基本概念 2第1.2节 甲醇精馏工艺 3 1.2.1 甲醇精馏工艺原理 31.2.2 主要设备和泵参数 31.2.3膨胀节材料的选用 6第2章 甲醇生产的工艺计算 7第2.1节 甲醇生产的物料平衡计算 7第2.2 节 生产甲醇所需原料气量 92.2.1生产甲醇所需原料气量 9第2.3节 联醇生产的热量平衡计算 152.3.1甲醇合成塔的热平衡计算 152.3.2甲醇水冷器的热量平衡计算 18第2.4节 粗甲醇精馏物料及热量计算 212.4.1 预塔和主塔的物料平衡计算 212.4.2 预塔和主塔的热平衡计算 25第3章 精馏塔的设计计算 33第3.1节 精馏塔设计的依据及任务 333.1.1设计的依据及来源 333.1.2设计任务及要求 33第3.2节 计算过程 343.2.1塔型选择 343.2.2操作条件的确定 343.2.2.1 操作压力 343.2.2.2进料状态 353.2.2.3 加热方式 353.2.2.4 热能利用 35第3.3节 有关的工艺计算 363.3.1 最小回流比及操作回流比的确定 363.3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 373.3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 373.3.4热能利用 383.3.5 理论塔板层数的确定 383.3.6全塔效率的估算 393.3.7 实际塔板数  40第3.4节 精馏塔主题尺寸的计算 403.4.1 精馏段与提馏段的体积流量 403.4.1.1 精馏段 403.4.1.2 提馏段 42第3.5节塔径的计算 43第3.6节 塔高的计算 45第3.7节 塔板结构尺寸的确定 463.7.1 塔板尺寸 463.7.2弓形降液管 473.7.2.1 堰高 473.7.2.2 降液管底隙高度h0 473.7.3进口堰高和受液盘 473.7.4 浮阀数目及排列 473.7.4.1浮阀数目 483.7.4.2排列 483.7.4.3校核 49第3.8节 流体力学验算 493.8.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)  493.8.1.1 干板阻力  493.8.1.2板上充气液层阻力  493.8.1.3由表面张力引起的阻力  50第3.9节 漏液验算 50第3.10节 液泛验算 50第3.11节 雾沫夹带验算 51第3.12节 操作性能负荷图 513.12.1雾沫夹带上限线 513.12.2液泛线 523.12.3 液体负荷上限线 523.12.4漏液线 523.12.5 液相负荷下限线 52第3.13节 操作性能负荷图 53第3.14节 各接管尺寸的确定 543.14.1 进料管 543.14.2釜残液出料管 55第3.15节 回流液管 55第3.16节 塔顶上升蒸汽管 55第3.17节 水蒸汽进口管 56第4章 辅助设备的计算及选型 57第4.1节 水冷排设计计算 58第4.2节 水冷排的设计选型 59第4.3节 预塔进料泵的选型 60参考文献 62附录 63致  谢 64   年产40万吨甲醇精馏工艺设计摘要目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化，总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料甲醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。通过查阅资料最后采用中压法在265合成400kt/a的粗甲醇，并应用三塔精馏来对其进行精制。本设计说明书首先概述了甲醇的性质和发展历史，并介绍了我国甲醇工业的发展；对合成和精馏工段进行了物料和热量的工艺计算；对甲醇精馏塔做了详细的设计计算，最后对水冷排和预塔进料泵做了设计计算。在上述工作的基础之上，参考相关的资料和标准对合成工段的设备和管道进行了合理布局；并编制了甲醇合成设备一览表，物料流程图，工艺管道及仪表流程图，设备平面布置图及管道布置图。关键词：设计；工艺；合成；      第一章 甲醇精馏的工艺原理第1.1节 基本概念精馏是利用不同物质的挥发度不同，将液体混合物进行多次部分气化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离到所要求组分的操作过程。     精馏过程在精馏塔中进行，料液由塔的进料口连续加入塔内，塔顶设有冷凝器，将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一部分回流入塔顶，成为回流液，其余作为馏出液（塔顶产品）连续采出。自加料位置以上部分，上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸气沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重组份向液相传递，而回流液中的轻组分向气相传递。如此物质交换的结果，上升蒸汽中轻组份的浓度逐渐提高，只要有足够的相间接触表面和足够的液体回流量，到达塔顶的蒸汽将成为高纯度的轻组分，塔的上半部完成了上升蒸气的精制（除去其中的重组份），因而成为精馏段。在塔的加料口位置以下下降液体中的轻组份被蒸出，重组份被提浓，故称之为提馏段。精馏塔的操作应当掌握三个平衡。1.1.1物料平衡   塔的总进料量（F）塔顶馏出物量（D）塔底排出物量（W）；    某一组分(x)的总进料量（Fxfi）塔顶采出量（Dxdi）+塔底排出量（Wwi）    物料平衡的建立，是衡量精馏塔内操作的稳定程度，它表现在他的能力大小和产品质量的好坏，一般应当根据入料量（F）而适当采取馏出物量（D），保持塔内物料平衡，才能保证精馏塔内操作条件稳定，当塔的物料平衡被破坏时，精馏塔的温度、压力降都会发生大幅度波动，严重时引起液泛、雾沫夹带、传质效率降低等问题，系统不能正常运行。在粗甲醇精馏操作中，维持物料平衡的操作是最频繁的调节手段，操作时还必须同时考虑塔内的热量平衡。1.1.2汽液平衡     汽液平衡影响到甲醇产品的质量和精馏损失等，主要是通过调节精馏塔的操作条件（温度、压力、负荷），来调整塔盘上面气液接触的情况以及塔板间各组分气相分压平衡等来达到经济的效果。汽液平衡是通过在每块板上气液互相接触进行传质和传热而实现的。汽液平衡和物料及热量平衡密切相关，塔内温度、压力、物料量的变化都将直接影响汽液平衡。1.1.3热量平衡     热量平衡是塔设计和操作的重要依据，当精馏塔在正常运行时，塔内的温度和压力是稳定的，加入塔的热量和出塔的热量也是平衡的。入塔热量包括进料及回流的流量与温度、再沸器蒸汽流量，而出塔热量则包括塔顶、塔底出料的温度、流量、汽化热以及热损失等。正常操作中，多用塔顶回流量、再沸器的蒸汽量来调整塔的热量平衡。    总之，精馏系统的操作就是要掌握好精馏塔的物料平衡和热量平衡，并由此稳定好塔盘的汽液平衡，来达到产品质量合格，同时排放废液中甲醇含量低、甲醇收率高的目的。第1.2节 甲醇精馏工艺1.2.1 甲醇精馏工艺来自甲醇合成工序的粗甲醇经粗甲醇预热器加热至70，然后进入预蒸馏塔精馏。塔顶出来的蒸汽温度为74.2，对应的压力为0.13MPa(A)，先经过预塔冷凝器A在65左右将其中的大部分甲醇冷凝下来，冷凝下来的甲醇进预塔回流槽，未冷凝的气体则进入预塔冷凝器B冷却至40后部分冷凝，冷凝液流入萃取槽，萃取后也进入预塔回流槽，预塔回流槽的液体由预塔回流泵加压后作预蒸馏塔回流液，由预塔冷凝器B出来的气体去排放槽，不凝气洗涤后经不凝气预热器加热至150后去气柜。向萃取槽中补入除盐水作预蒸馏塔萃取剂。排放槽出来的甲醇液由排放槽泵加压后送回收塔。    由除盐水和固体氢氧化钠在碱液槽中制备5%10%的NaOH溶液。碱液由碱液泵加压后补入粗甲醇，以中和粗甲醇中的有机酸，控制预蒸馏塔塔底甲醇溶液的PH值在8左右。    预蒸馏塔塔底排出液由加压塔进料泵加压后送往加压精馏塔精馏，加压精馏塔操作压力约0.8MPa。塔顶甲醇蒸汽温度约128，至冷凝器/再沸器作热源，冷凝液流入加压塔回流槽，一部分送往加压精馏塔作回流液，另一部分经精甲醇冷却器冷却后送精甲醇计量槽。    加压精馏塔塔底排出液送往常压精馏塔。常压塔顶甲醇蒸汽温度约66，经常压塔冷凝器冷却至40后进常压塔回流槽，由常压塔回流泵加压后一部分作常压精馏塔回流液，另一部分送精甲醇计量槽。常压塔再沸器热源为加压精馏塔塔顶甲醇蒸汽。常压精馏塔塔底排出的含少量甲醇的废水由回收塔进料泵加压后送甲醇回收塔回收塔塔顶蒸汽经回收塔冷凝器冷却至40后进回收塔回流槽，由回收塔回流泵加压后一部分作回收塔回流液，另一部分送杂醇油贮罐。回收塔塔底含少量甲醇的废水一部分由废水泵加压后送部分氧化装置，另一部分送入排放槽作洗涤水。    各精馏塔再沸器热源为0.7MPa低压蒸汽，蒸汽冷凝液去粗甲醇预热器作热源，然后去除盐水站。    本工序的含醇排净液由封闭系统收集于地下槽中，再由地下槽泵送至粗甲醇贮槽。这样可避免设备、管道在检修时排出的含醇放净液对环境造成污染。    在生产过程中，常压塔顶会出现不凝气的积累而影响塔的操作，这可从常压塔顶的温度、压力的对应关系判断。这部分不凝气的排放是通过常压塔冷凝器上的放空阀来实现的，排放气送放空总管高点放空。预蒸馏塔和甲醇回收塔压力由PV-15501A和PV-15501B分程调节。阀后不凝气通过放空总管高点放空。? ?加压精馏塔压力由调节阀PV15521控制。?  常压精馏塔压力由PV-15530A和PV-15530B分程调节。压力低于-0.02MPaG时补氮气，压力高于0.015MPag阀门PV-15530B开启放空。再沸器蒸汽量由蒸汽冷凝液管线上的流量调节阀调节。塔底液位由塔底出口管线上的液位调节阀调节。 1.2.2 主要设备和泵参数主要设备参数和主要泵参数分别见表1-1.表1-2.表1-1主要设备参数表? 设备名称  规格  设计参数        设计压力/MPa 设计温度/    脱醚塔 DN1400x23635 0.2 90    加压精馏塔 DN150006567 0.8 150    常压精馏塔 DN1800x35917 0.2 110    脱醚塔再沸器 DN900x3503 管程:0.2;壳程:0.8 管程:100;壳程:170    加压塔再沸器 DN1300x4444 管程:1.0;壳程:1.0 管程:150;壳程:180    常压塔再沸器 DN1600x4781 管程:0.2;壳程:0.8 管程:120;壳程:125    脱醚塔冷凝器 DN800x4357 管程:0.5;壳程:0.2 管程:40;壳程:80    常压塔冷凝器 DN1000x5136 管程:0.57;壳程:0.2 管程:50;壳程:100    杂醇油冷却器 DN250x2447 管程:0.5;壳程:0.18 管程:50;壳程:100  ?表1-2 主要泵参数表? 泵名称 流量/(m3/h) 扬程/m 人口压力/Mpa 使用温度/    粗醇泵 30 50 常压 40    脱醚塔回流泵 30 50 0.12 80    加压塔进料泵 30 100 常压 78    加压塔回流泵 30 60 0.7 122    常压塔回流泵 30 64 0.13 62    残液泵 10 50 0.15 109  1.2.3膨胀节材料的选用加压塔再沸器和常压塔再沸器的气体出口管均是高温甲醇蒸气，加压塔再沸器出口管道甲醇气体温度为1500C，压力为0.7MPa，常压塔再沸器出口管道甲醇气体温度为1150C，压力为0.16 MPa，两根管道需要加膨胀节来克服管道的热胀冷缩。但在膨胀节材料选用时，许多厂家认为只要是不锈钢材料即可，其实，最佳的材料选用应当用316L不锈钢材料。因为304不锈钢对甲醇气的耐腐蚀性能要差些，而316L不锈钢对甲醇气的耐腐蚀性能要好一些。   第2章 甲醇生产的工艺计算化工生产的工艺计算主要有物料平衡和热量平衡计算。化工工艺计算是作为化工工艺过程的设计、工艺管路的选择及生产管理、工艺条件选择的主要依据；对于平衡原料、产品产量，选择最佳工艺条件，确定操作控制指标，合理利用手产中的废料，废气，废热都有重要作用。第2.1节 甲醇生产的物料平衡计算甲醇生产中，原料气的量与组成在一定范围内是根据物料平衡计算和生产实际进行调节整，如原料气中氢、一氧化碳、氮的比例等。在生产过程中，也会产生不需要的或者有害的组分，如硫化物、二氧化碳、甲烷、氩气等，这些组分有些可通过计算得外，有的还必须在生产过程中测定。为了最终求得合成甲醇和合成氨所需要的总原料气量，保持反应及平衡的组分比例，联醇工艺从原料气制造开始，经脱衡、变换、脱碳、合成甲醇、铜洗耳恭听至合成氨，使原料气制造到最后合成氨的全过程达到平衡。计算年产400kt，醇氨比40%。在合成塔后排放CH4,Ar分别占合成气的0.6%和0.4%，年工作日按300d。原料液甲醇含量：84%(质量分数)，原料液温度：45设计要求：塔顶的甲醇含量不小于99%(质量分数)          塔底的甲醇含量不大于0.5%(质量分数)产品粗甲醇的组成（质量为）：甲醇（CH3OH）          84%二甲醚（CH3）2O）      0.36%高级醇（C4H9OH）       0.30%高级烷烃（C8H18）        0.24%水（H2O）               5%产量分配为：合成氨60kt/a,181.8 t/d  7.60t/h粗甲醇400000t/a,121.2 t/d  5.05t/h计算实现合成氨产量计划所需要原料气（醇后气）的量：（1）参加反应理论耗气量    根据反应方程式：1 H2 N2=NH3        则耗氢气为：1 ×  =55764kmol/h=1247.424Nm3/h ×  =185.kmol/h=4157.216 Nm3/h（2）原料气中惰性气含量为  （1247。4244157.216）=167.966Nm3/h其中CH4为100.78Nm3/h, Ar为67.19Nm3/h（3）在压力为30×106Pa,温度为30。C。液氨中氢氮气溶解损失：查物性手册表7，在上述状况下液氨中氢氮气溶解量分别为：H2 34.3Nm3/t；N2，32Nm3/t。则每小时在液氮中氢氮氯溶解损失分别为：26.07 Nm3/h和24.32 Nm3/h。（4）液氨在贮罐气中的扩散损失查物性手册表，在1.6×106Pa、2.5。C时，氢氨混合气中氨的平衡浓度为41.83%，则贮罐气中氨损失（G氨损）为  =  Nm3/hG氨损=36。24 Nm3/h（5）醇后气中尚有CO1.4%；CO21.9%；CH3OH 0.05%则每小时需要G醇后气为 =17505.95 Nm3/h其中：CO2 2415.08 Nm3/h  CO 332.61 Nm3/h  CH3OH 8.75 Nm3/h于是，生产合成氨所需醇后气量如表2-1表示第2.2 节 生产甲醇所需原料气量 表2-1 合成氨生成耗用醇后气量及其组成 耗用量  气体组成，Nm3/h      H2 N2 CO CO2 CH4 Ar CH3OH 小计    合成氨反应 12471.424 4157.26      16628.64    精炼损耗   332.61 245.08   8.75 586.44    液氨中溶解损耗 26.07 24.32      50.39   续表2-1 合成氨生成耗用醇后气量及其组成 耗用量  气体组成，Nm3/h      H2 N2 CO CO2 CH4 Ar CH3OH 小计    氨扩散损耗 54.37 18.12      72.49    惰性气     100.78 67.19  167.966    合计醇后气组成，% 12551.86471.7 4199.6623.99 332.611.9 245.081.4 100.780.57 67.190.38 8.750.05 17505.93100 2.2.1生产甲醇所需原料气量（1）合成甲醇的化学反应主反应：CO+2H2=CH3OH+102.37KJ/mol                    (2-2)副反应：2CO+3H2=(CH3)2O+H2O+200.39 KJ/mol             (2-3)CO+3H2=CH4+H2O+115.69 KJ/mol                  (2-4)4CO+8H2=C4H9OH+3H2O=49.62 KJ/mol             (2-5)8CO+17H2=C8H18+H2O+957.98 KJ/mol               (2-6)（2）粗甲醇组分，算得组分的生成量甲醇（CH3OH）      5938.972Kg/h   即185.59 Kmol/h，4157.216 Nm3/h二甲醚（CH3）2O）  20.823 Kg/h    即 0.453 Kmol/h，10.147 Nm3/h高级醇（C4H9OH）   20.192 Kg/h    即0.273 Kmol/h，6.115 Nm3/h高级烷烃（C8H18）    14.513 Kg/h    即0.127 Kmol/h，2.843 Nm3/h水（H2O）           315.5 Kg/h     即  17.528 Kmol/h，392.6 Nm3/h（3）生产测提，按反应式（2-4）每生产1t粗甲醇的同时，CH4生成量为7.56 Nm3/h；即0.34 KmolCH4/t粗甲醇，所以CH4小时生生成量为3.86Nm3/h,即0.1717Kmol/t。（4）忽略由原料气带走的水分，根据反应式（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-7），求得反应（2-6）生成的反应水为：17.5280.4530.17170.273×30.127×8=15.07 kmol/h即在逆变换反应中生成15.07 kmol/h的CO和H2O（5）当压力为10×106Pa，在30时，每1t粗甲醇中溶解反应气组成如表2-2所示。表2-2 混合气在粗甲醇中的溶解量 组分  CO CO2 H2 N2 CH4 （CH3）2O 小计    溶解量  Nm3/t 9.81 6.58 25.92 3.26 0.76 1.92 48.25      Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 0.97 24.364    组成， % 20.32 13.63 53.73 6.76 1.58 3.98 100 （6）粗甲醇弛放气中甲醇的扩散损失根据测定，在35。C时液态甲醇中释放的CO、CO2、H2等混合气中，每含37.14g甲醇。假设经减压生液相中溶解的气体除二甲醚外全部释放出来，则甲醇扩散损失G醇扩散为：（4.954+3.32+13.09+1.646+0.384+9.177）×0.03717=1.209Kg/h即0.0378Kmol/h，0.847Nm3/h式中0.06为二甲醚减压后的释放量。因为反应式（2-2）生成的二甲醚有10.147 Nm3/h,其中有0.97 Nm3/h溶入粗早醇被送往精馏，只有0.06 Nm3/h扩散进入气相（7）醇后气中有0.05甲醇随气体带入铜洗，合成氨产量为6.31t/h时，带入甲醇为17505.93×0.05%=8.75 Nm3/h（8）综合表2-1和2-2，即得进入甲醇合成塔之新鲜气量G新鲜气所组成，列表2-3。表2-3进早醇合成塔新鲜气组成 组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小计    合成甲醇消耗，Nm3/h 3905.247 340.888 8823.516 1.646 -3.644  13071.297    合成氨消耗，Nm3/h 332.61 245.08 12375.38 4199.656 100.78 67.19 17497.18    新鲜气消耗，Nm3/h、 4237.857 588.968 21375038 4201.302 97.136 67.19 30564.833    新鲜气组成，% 13.86 1.92 69.93 13.74 0.32 0.21 100  （9）变换气需要量如果不计在水洗时CO、CH4、Ar及H2S等溶解损失，单计算H2，N2的损失，查化工热力学在压力2.5×106Pa, 30。C, H2和N2在水中溶解度为0.427 Nm3/t和0.329 Nm3/t水已知水洗塔的气水比为10，则每小时洗涤用水量为30564.833 Nm3/h。则H2，N2在水洗过程中的损耗为H2：30264.833×0.427=13051.184 Nm3/hN2：30564.833×0.329=1055.83 Nm3/h已知：变换气中CO2含量（G变CO2）为： G变CO2=20872.38 Nm3/h于是，进水洗塔变换气流量与组成如表2-4所示。表2-4变换气流量及组成 组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar 小计    流量，Nm3/h 4237.857 20644.508 34426.564 14257.132 97.136 67.19 73730.387    组成，% 5.75 28 19.34 19.34 0.09 0.09 100  （10）甲醇合成塔出塔气中含甲醇2.88%, 根据表2-3，设甲醇塔出塔气量斯社（G醇出塔）为 G醇出塔=146898.09 Nm3/hG醇循环=1746898.0917505.934582.422+3.8523.394     =1247.90.194 Nm3/h故得循环气各组分的量如表2-5所示表2-5甲醇塔循环气量及其组成 组分 CO CO2 H2 N2 CH4    流量，Nm3/h 2371.014 1747.063 88913.013 30561.119 686.646    组成，% 1.9 1.4 71.25 24.49 0.05  续表2-5甲醇塔循环气量及其组成 组分 CH4 Ar CH3OH 小计    流量，Nm3/h 686.646 449.245 62.395 124790.194    组成，% 0.05 0.36 0.05 100449.245 （11）甲醇合成塔玉塔气量的计算根据G入四醇塔=G新鲜气+G循环气，由表（2-3）和表（2-5）计算得甲醇合成塔入塔气功（G入甲醇塔）量，如表（2-6）（12）甲醇合成塔出塔气流量能组成计算因为G醇出塔=G醇入塔G醇反应+G醇G醇副产物，根据（2-6），表2-1，表2-2得表2-7为甲醇合成塔流量及组成及组成表2-6甲醇合成塔入塔气量 组分 CO CO2 H2 N2    流量，Nm3/h 6608.871 233.031 91088.393 34762.421    组成，% 4.85 1.71 66.9 25.53  续表2-6甲醇合成塔入塔气量 组分 CH4 Ar CH3OH 小计    流量，Nm3/h 783.482 516.435 62.395 136155.028    组成，% 0.58 0.38 0.046 100  表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成 组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar    入塔气流量，Nm3/h 6608.871 2333.031 91088.393 34762.421 783.482 516.435    合成反应消耗，Nm3/h 3900.293 337.568 8810.426       反应生成物，Nm3/h     3.85     出塔气流量，Nm3/h 2708.578 1995.463 82277.967 34762.421 779.632 516.435    组成% 2.12 1.56 64.45 27.23 0.61 0.40  续表2-7甲醇合成塔出塔气流量及组成 组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计    入塔气流量，Nm3/h 62.395     136455.028    合成反应消耗，Nm3/h      136048.28    反应生成物，Nm3/h 4165.966 6.115 10.147 2.843 369.91 4558.831    出塔氢流量，Nm3/h 4228.361 6.115 10.147 2.843 369091 127665.581    组成，% 3.31  0.008  0.29  （13）醇分离器出口气体和液体产品流量与组成如表2-8所示。表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成 组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar    分离器损失气量，Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384     出分离器气体流量，Nm3/h 2713.624 1992.143 82264.877 34760.775 779.248 516.435    出分离器气体组成，% 2.20 1.62 66.83 28.24 0.63 0.42    出分离器液体量，Nm3/h          出分离器液体组成，%          出分离器液体重量，Kg/h          出分离器液体组成，%        续表2-8甲醇分离器出口气体和液体产品流量与组成 组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计    分离器损失气量，Nm3/h 0.847     24.004    出分离器气体流量，Nm3/h 71.145  9.117   123097.364    出分离器气体组成，% 0.06     100    出分离器液体量，Nm3/h 4157.216 6.15 10.147 2.843 369.91 4546.266    出分离器液体组成，% 91.44 0.13 0.22 0.062 8.14 100    出分离器液体重量，Kg/h 5938.88 31.30 20.84 14.47 297.25 6302.7.339    出分离器液体组成，% 94.23 0.50 0.33 0.23 4.7 100  （14）粗甲醇在中间储槽减压放出的弛放气流量与组成如表2-9表2-9 甲醇施放气流量与组成 组分 CO CO2 H2 N2 CH4 CH3OH 合计    施放气流量， Nm3/h 4.954 3.32 13.09 1.646 0.384 0.61 24.004    组成，% 20.64 13.83 54.53 6.86 1.60 2.54 100 （15）醇后气经精炼气流量与组成如表2-10所示。表2-10 精炼气流量组成 组分 H2 N2 CH4 Ar 合计    精炼气流量，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19 16915.85    组成% 74.20 24.83 0.57 0.40 100.00 （16）根据表2-1，表2-10得氨合成塔生产最终平衡，见表2-11表2-11 氨合成塔物料平衡表 消耗分类 H2 N2 CH4 Ar 反应生成NH3 合计    精炼气，Nm3/h 12551.864 4199.66 97.136 67.19      溶液损耗，Nm3/h 26.07 24.32        小计 1252.794 4175.34 97.136 67.19      合成反应消耗，Nm3/h 12525.794 4175.34   8349.18     吹出气，Nm3/h  0.75 97.134 67.19  165.076    氨扩散损耗，Nm3/h     36.24 36.24    合成氨产量，Nm3/h     8312.94 8312.94    合成氨产量，kg/g     6308.928 6308.928 粗甲醇的精馏几乎全部是物理过程，其物料平衡计算与上述订算方法有一定的差别。第2.3节 联醇生产的热量平衡计算物料平衡计算之后，可以根据各段的物料量，进行热平衡计算。热平衡计算可以为生产过程提供热能的供需量、如热交换的换热面积、热介质或冷介质的消耗量设备能源消耗等，从而可以求得原材料、燃料和能量的消耗定额，计算产品成本和结济效益。通过热量或能量平衡计算，可以各个还节中找出不合理的损耗，以此作为实现高产。低耗的重要手段落。生产过程中主要是输入和输出的热量和能量，能量或热量的转换是基于能量守衡定律。在一个封闭的体系中，各种能量之总和将维持不变。热平衡是以物料平衡为基础，在连续生产过程中是以单位时间来计算的，把装置或过程中所发生的化学反应的热效应、物理变化的热效应、从外界输入的热量和随反应物、化学产物带出的热量以及设备、器壁散失热量等都一一考虑在内进行计算。年产60kt粗甲醇合成塔和冷凝器的热量平衡计算根据以上提供条件和计算结果。工艺条件：（1）进塔气体温度平均按时40计算；（2）冷凝器气体出口温度与液体温度相等，都为38；（3）冷却水温度为32，冷却回水为45；（4）系统热损失为5%。2.3.1甲醇合成塔的热平衡计算A.全塔热平衡方程式 + =             （2-7）    式中：Q入塔气入塔气体组分热量，kJ/h；          Q合成反应和副反应的反应热，kJ/h；          G出塔了合成塔各组分，包括反应物、生成物流量，Nm3/h；          Gm入各组分的比热容，kJ/ Nm3·；          T m入出塔气体温度，。C   Q损失合成塔热损失，kJ/h又：                           （2-8）式中 G入塔气体各组分流量，Nm3/h。又                      （2-9）    式中 Qr1、Qr2、Qr3、 Qr4、Qr5分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热，KJ/h；Qr6二氧化碳逆变换反应的反应热，KJ/h。而                         =G× 式中  Gr各组分的生成量， 生成反应的热量变化kJ/ m3或kJ/mol。B. 全塔入热计算查物性手册，压力为10×106Pa，根据表2-7甲醇合成塔气各组分量，算得甲醇合成塔入塔热量如表2-12根据计算条件，入塔气温为40。C，所以入塔总热量为192197.655×40=7687906.2kJ/h 表2-12 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量 组 分 CO CO2 H2 N2    比热容kJ（ kmol·。C） 32.87 90.98 29.39 32.99    入塔量  Nm3/h 66608.871 2333.031 91088.393 34762.421      Kmol/h 295.039 104.153 4066.447 1551.894    入塔热量，kJ/(h·。C) 9697.932 9475.840 11951.877 51196.983 续表2-12 甲醇合成塔入塔各组分的比热容和热量 组分 CH4 Ar CH3OH 合计    比热容kJ（ kmol·。C） 45.14 25.16 55.69     入搭量  Nm3/h 783.482 516.435 62.395 136155.028      Kmol/h 34.977 23.055 2.785 6078.349    入塔热量，kJ/(h·。C) 1578.862 580.064 155.097 192197.655 C.塔内反应热计算在甲醇合成塔内，CO、CO2、H2 按反应式（2-2）、（2-3）、（2-4）、（2-5）、（2-6）及（2-7），生成甲醇，二甲醚，异丁醇 ，甲烷及辛烷，二氧化碳还原成一氧化碳和水，产生的热量如表2-13所示D.塔出口总热量计算查物性手册得甲醇合成塔出口状态下各组分的比热容，根据表2-8甲醇 合成塔出口物料的流量，并按Q出塔=G出塔×Cm入，分别算出出塔各组分的热量，列表为2-14。表2-13甲醇合成塔内反应热 组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH    生成热，kJ/h 102.37 49.62 200.39    生成量  Nm3/h 4157.216 10.147 6.115      Kmol/h 185.59 0.453 0.273    反应生成热，kJ/h 18998848.3 22477.86 54706.47  续表2-13甲醇合成塔内反应热 组分 C8H18 CH4 CO 合计    生成热，kJ/h 957.98 115.69 -42.92     生成量  Nm3/h 2.843 3.85 337.568 4517.739      Kmol/h 0.127 0.172 15.07 201.68    反应生成热，kJ/h 121663.46 19898.68 646804.4 18570790.37 表2-14 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量 组分 CO CO2 H2 N2 CH4 Ar    比热容，kJ（ kmol·。C） 31.49 61.97 31.15 31.15 46.06 22.86    气量  Nm3/h 2708.578 1995.463 34762.421 34762.421 779.632 516.432      Kmol/h 120.919 89.083 1551.893 1551.893 34.805 23.055    出塔热量，kJ（h·。C） 3807.739 5520.473 48341.467 48341.467 1603.118 527.037  续表2-14 甲醇合成塔出塔各组分的比热容和热量 组分 CH3OH C4H9OH （CH3）2O C8H18 H2O 合计    比热容，kJ（ kmol·。C） 55.69 61.76 56.52 318.21 29.31     气量  Nm3/h 4228.361 6.115 10.147 2.843 369.91 127657.981      Kmol/h 188.766 0.273 0.453 0.127 16.51 5699.017    出塔热量，kJ（h·。C） 10512.378 16.860 25.604 40.413 483.908 179089.201 E.全塔热损失计算条件已经给出全塔热损失为5%，因此损失热量为Q热损失=（Q入塔Q反应）×5% =（7687906.218570790.37）×5%1312934.829 kJ/h按全塔热平衡方程式 ，求出出塔气体温度T出7687906.218570790.37=179089.201×T出1312934.829T出=139.30。C于是，得表2-15表2-15 甲醇合成塔全塔热平衡表 热量 气体显热 反应热 热损失 合计    入热，kJ/h 7687906.02 18570790.37  26258696.57    出热，kJ/h 24945761.74  1312934.829 26258696.57 2.3.2甲醇水冷器的热量平衡计算A.热平衡方程式Q入口气Q冷凝=Q出口气Q液体Q冷却水式中，Q入口气、Q 出口气分别为冷凝器进口与出口气体显热，kJ/h；       Q冷凝在出口温度下气体冷凝放热，kJ/h；               Q 液体出冷凝器液体带热，kJ/h；           Q冷却水冷却水带下走热量，kJ/h。2. 热平衡计算由物性手册查得，粗甲醇中各组分的物理常数如表216 。表2-16粗甲醇中各组分的物理常数 组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH C8H18 H2O    气化热，kJ/h 1177.93 531.75 577.81 307.05 2260.98    液体比热容，kJ（h·。C） 2.72 2.638 2.596 2.26 4.187 假设，有相变物质在低于沸点时全部冷凝，扩散于气相中的组分忽略不计（1）气体冷凝放热Q冷凝=G× 根椐表4-17 数氢计算得出塔各组分及冷凝放热量如表2-17（2）进冷器气体总热量Q入冷凝器=Q出塔= ×T出塔=2900033.612 kg/h       （2-10）式中   GF进冷凝器各组分摩尔流量，Kmol/h；CP各气体组分比热容，kJ（ kmol·。C）；T出塔出合成塔气体温度，。C；表2-17出塔气在冷凝器冷凝放热 组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH    冷凝器  Nm3/h 4157.216 10.147 6.15      Kmol/h 5938.88 20.837 20.317    放热量，kg/h 6639252.118 11080.075 11739.366    组分 C8H18 H2O 合计    冷凝器  Nm3/h 2.843 369.91 4546.266      Kmol/h 14.469 297.249 6291.752    放热量，kg/h 4442.706 672074.044 7338588.309 （3）冷凝器出口气体显热冷凝器出口气体显     Q、出冷凝= ×T出口                  （2-11）式中   GF冷凝器出口气体组分摩尔流量，Kmol/h；           CP出口气体各组分比热容，kJ（ kmol·。C）；           T出口冷凝器出口气体温度，。C。根据表（8-7）各组分的流量及热容，计算冷凝器出口气体显热，列表为2-18。表2-18 冷凝器出口各气体组分的显热 组分 CO CO2 H2 N2    比热容，J（ kmol·。C） 34.42 38.60 29.02 29.06    气量  Nm3/h 2703.62 1992.143 8226.877 34760.775      Kmol/h 120.700 88.935 367.27 1551.820    热量，kJ（ kmol·。C） 4154.494 3432.891 10658.75 45095.890  续表2-18 冷凝器出口各气体组分的显热 组分 CH4 Ar CH3OH 合计    比热容，J（ kmol·。C） 36.68 20.83 44.21     气量  Nm3/h 779.248 516.435 71.145 49050.213      Kmol/h 34.788 9.663 3.176 2189.742    热量，kJ（ kmol·。C） 1276.024 201.280 13.92 76316.674  因冷凝器气体出口温度38。C，所以出口气体热量为Q出冷凝器=76136.674×38=2900033.612/h（4）冷凝器出口液体带走热量Q出冷凝器Q出冷凝器= 式中  GF冷凝器出口液体各组分的摩尔流量，Kmol/h；      CP各液体组分的比热容， J（ kmol·。C）；于是，根据表2-16各表2-17，计算冷凝液体带走热量为表2-19因冷凝器出口液体温度为38。C，故液体带出热量；Q出冷凝器=17538.716×38=666471.208 kJ/h于是，由冷却水带走热量；Q冷却水=24945761.747338588.309(2900033.612666471.208)=28717845.23 kJ/h表2-19 冷凝器出口液体流量 组分 CH3OH （CH3）2O C4H9OH C8H18 H2O 合计    液体比热容，kJ/(·。C) 2.72 2.638 2.596 2.26 4.187     流量，/h 5938.88 20.837 20.317 14.469 297.249 6291.722    热量，kJ（h·。C） 16153.754 54.968 52.743 32.670 1244.581 17538.716  则冷凝器热平衡如表2-20表2-20冷凝热平衡表 带入热量，kJ/h 带出热量，kJ/h    气体显热 冷凝热 合计 气体显热 液体带热 冷却水带热 合计    24945761.74 7338588.309 17607173.431 2900033.612 666471.208 28717845.23 32284350.05  （5）冷凝器用水量已知：冷凝器冷却水温度为32。C，回水温度为45。C则冷凝器冷却水量为  527600.91 /h=527.6t/h第2.4节 粗甲醇精馏物料及热量计算2.4.1 预塔和主塔的物料平衡计算根据第一节的条件测得：粗甲醇的密度  0.87g/ml,PH值8，初馏值采出量20 l/h。a. 预塔物料平衡计算A.进料 粗甲醇，6310kg/h.根据第一节的计算结果，每小时进入预塔的物料如表221表221入预塔粗甲醇及组成 组    分 甲醇 水 低沸物 高沸物 油溶物 合计    流量kg/h，组成，w% 5938.8894.23           297.250.50 20.840.33 31.300.23 04.474.7 6302.739100  碱液，加入碱液浓度为2%的NaOH，进料粗甲醇PH值需从6提高到8查手册7：0.1N的氢氧化钠溶液：（OH）-=1.34×10-3mol/L 0.1N的NaOH换算成百分含量： =0.4%pH值从6提高到8, OH-需H+量为：16-6 -10-8=0.00099mol/m3需2%的NaOH（密度以1g/ml计）为     =0.00148m3/m3粗甲醇则需每小时加入碱液量为 =0.923L/h 初馏物已知：初馏物采出量为20l/h；密度0.79g/ml，其中97.93%为甲醇，2.07%为油性杂质；初馏物加水20l/h。则：初馏物采出量为0.79×20=15.8kg/h。其中 甲醇为15.8×97.93=15.473 kg/h     油溶性杂质为 15.8×2.07=0.327 kg/h油容性杂质再油水分离器中被分离掉，所以预塔初馏物回收量为：    15.473+20=35.473kg/h 冷凝水：操作控制预塔底甲醇密度为0.87g/ml，按甲醇水二元组成查得在密度0.87是甲醇水溶解液的含醇量为70%，从密度0.81（含醇93.4%）提到0.87，则粗甲醇中含水： =70%  x=2551.905kg/h实际需要加入冷凝水为2551.905297.25201.153=2233.502kg/h于是预塔总进料量表2-22。表2-22 预塔进料量及组成 物料量，kg/h 甲醇 水 NaOH 低沸物 高沸物 油溶物 小计    粗甲醇碱液冷凝液初馏物合计 5938.8815.4375954.353 268.42233.502202550.8 1.1531.153 18.1820.84 31.3031.30 14.4714.47 6302.7391.1